WO2024022888A1 - Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas - Google Patents

Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas Download PDF

Info

Publication number
WO2024022888A1
WO2024022888A1 PCT/EP2023/069888 EP2023069888W WO2024022888A1 WO 2024022888 A1 WO2024022888 A1 WO 2024022888A1 EP 2023069888 W EP2023069888 W EP 2023069888W WO 2024022888 A1 WO2024022888 A1 WO 2024022888A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
gas
stream
column
fed
stripper
Prior art date
Application number
PCT/EP2023/069888
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Maximilian Vicari
Christian Weichert
Susanne BRITZIUS
Wolfgang Reif
Original Assignee
Basf Se
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Basf Se filed Critical Basf Se
Publication of WO2024022888A1 publication Critical patent/WO2024022888A1/de

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/76—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen
    • C07C2/78—Processes with partial combustion
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1406—Multiple stage absorption
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C01B3/34—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
    • C01B3/36—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents using oxygen or mixtures containing oxygen as gasifying agents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/50—Separation of hydrogen or hydrogen containing gases from gaseous mixtures, e.g. purification
    • C01B3/52—Separation of hydrogen or hydrogen containing gases from gaseous mixtures, e.g. purification by contacting with liquids; Regeneration of used liquids
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2252/00—Absorbents, i.e. solvents and liquid materials for gas absorption
    • B01D2252/20—Organic absorbents
    • B01D2252/204—Amines
    • B01D2252/20436—Cyclic amines
    • B01D2252/20468—Cyclic amines containing a pyrrolidone-ring
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/16—Hydrogen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/20—Carbon monoxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/24—Hydrocarbons
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/50—Carbon oxides
    • B01D2257/504—Carbon dioxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/70—Organic compounds not provided for in groups B01D2257/00 - B01D2257/602
    • B01D2257/702—Hydrocarbons
    • B01D2257/7022—Aliphatic hydrocarbons
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0415—Purification by absorption in liquids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/0475—Composition of the impurity the impurity being carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/048—Composition of the impurity the impurity being an organic compound

Definitions

  • the present invention relates to a process for producing acetylene and synthesis gas by partial oxidation of hydrocarbons with oxygen.
  • the above partial oxidation is a high-temperature reaction, which is usually carried out in a reactor system comprising a mixing device, a burner block and a quench device, and for example in Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry ( 5th Edition, Volume A1, pages 97-144) or US 005824834A is described.
  • the starting materials are heated separately in preheaters.
  • the starting materials used here are light hydrocarbons such as methane, ethane, propane to hexane and their isomers and highly enriched oxygen (oxygen content greater than 95 vol.%).
  • the heated feed materials are mixed in a mixing device and fed to a burner and further to a combustion chamber via a mixing diffuser. Downstream of the combustion chamber, an aqueous quenching medium is supplied to the cracked gas using nozzles and this is quickly cooled to around 80 - 90°C.
  • the process is operated by a suitable choice of the oxygen number X (X ⁇ 0.31), whereby the oxygen number dry cracked gas, becomes optimally large.
  • An acetylene concentration in the dry cracked gas of > 8 vol.% can be achieved here.
  • the oxygen number A is understood to mean the ratio of the amount of oxygen actually present to the stoichiometrically necessary amount of oxygen that is required for the complete combustion of the feedstock.
  • the soot loading of the cracked gas also becomes maximum.
  • the soot formed from the gas phase in the combustion chamber is partly separated by the quench, in a subsequent cooling column and an adjoining electrostatic filter. The product gas stream containing valuable products is removed separately via the cooling column.
  • the aqueous quenching medium is also fed to the cracking gas using nozzles and this is quickly cooled to around 80 -90 °C.
  • the soot formed from the gas phase in the combustion chamber is partly separated by the quench, a subsequent cooling column operated with recirculating water and an adjoining electrostatic filter and/or cracked gas compressor.
  • the valuable product gas stream is removed separately via the cooling column.
  • the process is operated by selecting the oxygen number However, this reduces the acetylene content in the dry cracked gas by 2 percentage points compared to the process described above to approximately 6% by volume. This enables a closed water quenching procedure, i.e. separated from the environment.
  • the advantage over the previously described process variant is the possibility of closed operation without additional separation equipment.
  • cracked gas The mixture is referred to below as cracked gas.
  • the residual oxygen content of 0.157% and the residual methane content of 2.505 vol.% result from the incomplete conversion during the partial oxidation.
  • acetylene In addition to ethylene, these are in particular methylacetylene, diacetylene, propadiene, 1,3-butadiene and vinylacetylene. These components are referred to below as higher acetylenes or as gas stream HA gas.
  • the cracked gas After cooling in the cooling column, the cracked gas is compressed to 10 bar (abs.) in 2-stage screw compressors (a) with intermediate cooling.
  • Screw compressors are better suited than turbo compressors because of their robust functionality and higher tolerance to deposits.
  • NMP N-methylpyrrolidone
  • NMP N-methylpyrrolidone
  • the pressure is gradually increased to 1.05 bar(abs.) to 1.4 bar(abs.), preferably to 1.2 bar(abs.) to 1.25 bar(abs.) and then to 0.1 bar( abs) to 0.3 bar(abs), preferably 0.19 bar(abs) to 1.2 bar(abs).
  • the temperature is gradually increased from 30°C to 50°C, preferably 36°C to 40°C, to 90°C to 100°C, preferably 95°C to 97°C to 110°C to 130°C, preferably 112 °C increased to 116°C.
  • the CO2 stripper (e) is operated at approximately ambient pressure and temperature.
  • the loaded NMP is fed into the CO2 stripper (e) in countercurrent to the gas flow from the following degassing steps.
  • the loaded NMP relaxes and most of the dissolved CO 2 , as a less soluble component, is released at the top of the CO 2 stripper (e) and then stripped out.
  • the CO2 released is returned to the suction side of the cracked gas compressor (a) and thus forced into the raw synthesis gas.
  • Acetylene leaves the CO2 stripper (e) via a gaseous side vent.
  • the bottom extractor which still contains some of the dissolved gases, is completely degassed in the second stage at 110°C - 120°C, first at normal pressure, then under vacuum conditions.
  • the higher acetylenes, such as vinyl acetylene, methyl acetylene and excess process water are withdrawn as a side draw from the vacuum column (f).
  • the water content is controlled via the boiling rate in the bottom of the vacuum column (f).
  • the completely degassed NMP is returned from the bottom of the vacuum column (f) to the prewash (b) and main washer (d).
  • the bottom outlet of the prewash (b) also contains dissolved acetylene, which is stripped off with raw synthesis gas in the acetylene stripper (c).
  • the top product of the acetylene stripper (c) mostly acetylene, is returned to the suction side of the cracked gas compressor (a).
  • the bottom drain contains the higher acetylenes, especially diacetylene, dissolved in NMP. This stream is degassed together with the gaseous side draw of the vacuum column (f) in the vacuum stripper (g).
  • the top product of the vacuum stripper (g) also contains certain amounts of NMP.
  • the NMP will in the side column (h) washed out of the gas stream with a small amount of water and returned to the solvent circuit.
  • the condensation in the condensation column (i) takes place in direct contact with cooled process water from the process water cooling circuit. This causes a large part of the water vapor contained to condense.
  • the higher acetylenes leave the condensation column (i) overhead and are diluted with diluent gas in order to fall below the critical deflagration limit pressure
  • the critical deflagration limit pressure of the gas mixture is calculated as follows:
  • Pkrit.i is the critical deflagration limit pressure of the individual component and Xj is the associated mole fraction.
  • Natural gas is preferably used as the diluent gas, which has a higher specific heat capacity compared to nitrogen or the raw synthesis gas.
  • HA gas compressor preferably of the screw compressor type.
  • This type of compressor also allows process water to be injected into the inlet to prevent polymer buildup and also reduce the adiabatic temperature increase caused by compression.
  • the sealing system is pressurized and flushed with nitrogen to keep the sealing surfaces free of contaminants and polymers from the HA gas components. All three measures lead to HA gas compressor (k) service lives of several years. A mixture of water droplets, water vapor, diluent gas and HA gas leaves the HA gas compressor on the pressure side. In order to stay well below the critical deflagration limit pressure, diluent gas is added again to the pressure side of the HA gas compressor after condensate separation or cooling.
  • a typical application for the compressed HA gas stream is thermal use in the preheaters of natural gas and/or oxygen preheaters in acetylene production or direct underfiring in a steam boiler.
  • a spray condenser as described in the VDI Heat Atlas, Mixing and Spray Condensation, is suitable for such streams with a tendency to polymerize.
  • the HA gas to be cooled is fed to the lower part of the spray condenser(s).
  • Cooling process water is injected from above in countercurrent for cooling.
  • a demister to coalesce and separate the fine droplets created by the atomization and to allow them to drip towards the bottom of the spray condenser(s).
  • the warm process water is then withdrawn from the sump.
  • the polymerization is caused by the high content of polymerizable components, especially diacetylene, in the process water after contact with the HA gas. This is due to the temperature dependence of the solubility of the polymerizable components in the process water. At low temperatures, which are present in the case of cooling in a spray condenser, there is a high concentration of dissolved polymerizable components in the process water, which massively promotes polymerization.
  • the present invention deals with the optimization of this part of the system in order to prevent the frequent shutdowns caused by deposit-related blockages in the system, to increase the safety of the process and thus to provide a more economical process.
  • the process is significantly simpler and more cost-effective. This means that injection water is no longer required, meaning that injection, cooling and pumping are no longer necessary.
  • the HA gas stream is fed warmer for subsequent thermal use, so that the thermal efficiency also improves there.
  • the object is achieved by producing acetylene and synthesis gas by partial oxidation of hydrocarbons with oxygen, a first feed stream containing one or more hydrocarbons and a second feed stream containing oxygen a.) being preheated separately from one another, in a ratio of the mass flows of the second feed stream are mixed with the first feed stream in accordance with an oxygen number A of less than or equal to 0.35, preferably less than or equal to 0.33, whereby the oxygen number A is understood to mean the ratio of the amount of oxygen actually present in the second feed stream to the stoichiometrically necessary amount of oxygen, which is required for the complete combustion of the one or more hydrocarbons contained in the first feed stream, b.) are fed via a burner block to a combustion chamber in which the partial oxidation of the hydrocarbons takes place, c.) while obtaining a cracked gas which is downstream of the After cooling in a cooling column, the combustion chamber is fed to a compressor and is compressed there d.) then fed to a pre-scrubber in
  • the stream taken from the top of the side column is freed from water in a downstream condensation column by cooling and is withdrawn overhead, k.) the stream taken from the top of the side column is compressed by means of a compressor, characterized in that the compressed stream is fed to a gas/liquid separator, the liquid phase containing essentially water being separated from the gaseous phase containing essentially higher acetylenes
  • the spray condenser (s) is replaced by a gas/liquid separator, the process water separator (m), in order to remove the liquid phase from the gas stream.
  • the method according to the invention is shown in Figure 2, the names of the apparatus shown are assigned here analogously to Figure 1.
  • the liquid phase is created by water injection in the upstream HA gas compressor (k).
  • the gas stream is then used for thermal purposes without further cooling and heat losses.
  • a big advantage is that the separated liquid phase is present at a significantly higher temperature, as when using a cooling spray condenser (s), and thus the solubility of the polymerizable components is significantly lower compared to the cooling spray condenser(s).
  • the undesirable polymerization is greatly reduced, so that the gas/liquid separator according to the invention can run for more than one year. Furthermore, the design of the method according to the invention can save resources, since no additional water has to be added and, from an energetic point of view, the effectiveness is also increased.
  • Cooling is carried out according to the state of the art in order to prevent condensation in the following pipelines and process steps.
  • efficient heat tracing in the subsequent piping system and the following devices would be quite complex.
  • separators can be used, such as deflection separators, centrifugal separators, filtration separators, wire mesh separators, lamella separators or beds.
  • gas/liquid separators used according to the invention are generally known; they are described in more detail, for example, in VDI Guideline 3679 Sheet 3, August 2019. Centrifugal separators are particularly suitable because of their simple, cost-effective and robust structure.
  • the method according to the invention offers the possibility of carrying out the separation of the liquid phase from the gas phase in the gas/liquid separator used according to the invention at significantly higher temperatures than according to the prior art. While when using a spray condenser the temperatures during separation are around 25°C to. 65 ° C, the separation in the process according to the invention can be carried out so that the temperature of the liquid phase leaving the gas / liquid separator is from 70 ° C to 100 ° C, preferably 70 ° C to 90 ° C, particularly preferably 84 ° C up to 85°C. In this way, as explained above, undesirable polymerization can be sustainably reduced.
  • the diacetylene contained in the process water (liquid phase) is particularly responsible for the undesirable polymerization in the liquid phase.
  • the content of this component is approximately 0.1% by weight to 0.2% by weight; in the process according to the invention, this content can advantageously be reduced to 0.02% by weight to 0.03% by weight, preferably 0 .03% by weight to 0.04% by weight, particularly preferably 0.033% by weight to 0.035% by weight.
  • the HA gas (I), 48 Nm 3 /tAcet y ien after the condensation column I, is at 40 ° C and 0.120 bar (abs.).
  • preheated dilution gas (II) is added to the suction side of the HA gas compressor (k).
  • HA gas (I) is compressed to 1.22 bar (abs.) in order to use it above atmospheric pressure.
  • the compression in the HA gas compressor (k), of the screw compressor type, takes place with water injection (III) of 78 kg/tAcet y ien.
  • the sealing system is supplied with nitrogen and flushed. In the process, 9 Nm 3 /tAcet y ien nitrogen enters the HA gas stream to be compressed.
  • the compressed HA gas (V) On the pressure side of the HA gas compressor (k), the compressed HA gas (V) has a temperature of 84.7 ° C and a gas content of 76.1% by weight. The remainder of 23.9% is the non-evaporated injection water as fine droplets.
  • the compressed HA gas stream (V) then reaches the lower part of the spray condenser (n) to cool down.
  • 1551 kg/t of acetylene cooling process water (VIII) is injected into the spray condenser(s) at 40°C in countercurrent to the HA gas to be cooled.
  • the HA gas (VI) cools down to 42°C.
  • the vapor content in the gas phase also decreases from 47.3% by volume, [comparative example (VI)] to 7% by volume (VI).
  • the process water (VII) at 62°C is withdrawn from the bottom of the spray condenser (n).
  • the HA gas (I), 48 Nm 3 /tAcet y ien after the condensation column I, is at 40 ° C and 0.120 bar (abs.).
  • preheated dilution gas (II) is added to the suction side of the HA gas compressor (k).
  • II preheated dilution gas
  • the HA gas (I) is compressed to 1.22 bar (abs.) in order to use it above atmospheric pressure.
  • the compression in the HA gas compressor (k), of the screw compressor type, takes place with water injection (III) of 78 kg/tAcet y ien.
  • the sealing system is supplied with nitrogen and flushed. In the process, 9 Nm 3 /tAcet y ien nitrogen enters the HA gas stream to be compressed.
  • the compressed HA gas (V) On the pressure side of the HA gas compressor (k), the compressed HA gas (V) has a temperature of 84.7 ° C and a gas content of 76.1% by weight. The remainder of 23.9% is the non-evaporated injection water as fine droplets.
  • the process water separator instead of cooling the HA gas, only the non-evaporated injection water is separated in the process water separator (m) without cooling. Both the liquid phase and the gas phase have a temperature of 84.7°C.
  • the gas phase the compressed HA gases, is sent for further use. Due to the significantly higher temperature of 84.7°C compared to the comparative example of 62°C, significantly fewer of the HA gas components that are susceptible to polymerization dissolve in the aqueous liquid phase of the process water. At 84.7°C, the diacetylene content in the process water is only 0.034% by weight. In the comparison example it is 0.176% by weight, i.e. a factor of 5.2.
  • process water separator (m) Due to the lower concentration, there are no disruptive deposits of polymers in the process water separator (m), which would require cleaning.
  • the process water separator (m) can be operated for significantly longer than 1 year, while in the prior art method the spray condenser used there has to be switched off approximately every 6 weeks for cleaning purposes.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

Vorgeschlagen wird ein Verfahren zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas durch partielle Oxidation von Kohlenwasserstoffen mit Sauerstoff.

Description

Verfahren zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas
Beschreibung
Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas durch partielle Oxidation von Kohlenwasserstoffen mit Sauerstoff.
Die obige partielle Oxidation ist eine Hochtemperaturreaktion, die üblicherweise in einem Reaktorsystem, umfassend eine Mischeinrichtung, einen Brennerblock sowie eine Quencheinrichtung, durchgeführt wird, und beispielsweise in Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry (5th Edition, Volume A1 , Seiten 97-144) oder US 005824834A beschrieben ist.
Gemäß Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry (5th Edition, Volume A1 , Seiten 97-144) erfolgt die Aufheizung der Einsatzstoffe getrennt in Vorheizern. Als Einsatzstoffe werden hier leichte Kohlenwasserstoffe wie z.B. Methan, Ethan, Propan bis Hexan und deren Isomere und hoch angereicherter Sauerstoff (Sauerstoffgehalt größer als 95 vol.%) verwendet. Die aufgeheizten Einsatzstoffe werden in einer Mischeinrichtung gemischt und über einen Mischdiffusor einem Brenner und weiter einem Feuerraum zugeführt. Stromab des Feuerraums wird mittels Düsen ein wässriges Quenchmedium dem Spaltgas zugeführt und dieses schnell auf etwa 80 - 90°C abgekühlt. Der Prozess wird durch geeignete Wahl der Sauerstoffzahl X so betrieben (X < 0,31), wobei man unter der Sauerstoffzahl X das Verhältnis aus der tatsächlich im zweiten Einsatzstrom vorhandenen Sauerstoffmenge zur stöchiometrisch notwendigen Sauerstoffmenge versteht, dass die Ausbeute an Acetylen bezogen, auf das trockene Spaltgas, optimal groß wird. So ist hier eine Acetylenkonzentration im trockenen Spaltgas von > 8 vol.% zu erreichen. Hierbei wird unter Sauerstoffzahl A wie üblich das Verhältnis aus der tatsächlich vorhandenen Sauerstoffmenge zur stöchiometrisch notwendigen Sauerstoffmenge verstanden, die für die vollständige Verbrennung der Einsatzstoffe erforderlich ist. Hierbei wird jedoch auch die Rußbeladung des Spaltgases maximal. Der im Feuerraum aus der Gasphase gebildete Ruß wird zum Teil durch den Quench, in einer anschließenden Kühlkolonne und einem daran anschließenden Elektrofilter abgeschieden. Der wertprodukthaltige Produktgasstrom wird getrennt über die Kühlkolonne abgeführt. Nach dem Elektrofilter ist die Rußkonzentration im restlichen Spaltgas auf etwa 1 mg/m3 gesunken. Der im Prozesswasser aus dem Quench, der Kühlkolonne und dem Elektrofilter enthaltene Ruß besitzt einen hohen Kohlenwasserstoffanteil und ist daher hydrophob, was ihn auf dem Prozesswasser aufschwimmen lässt. Daher wird dieses rußbeladene Prozesswasser über sogenannte offene Rußrinnen mit Oberflächen-Partikelabscheidern geleitet. Die aufschwimmenden Rußanteile werden dabei abgetrennt und einer Feuerung zugeführt. Das so gereinigte Prozesswasser wird anschließend über einen offenen Kühlturm gefahren und somit abgekühlt. Ein weiteres Verfahren zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas durch partielle Oxidation von Kohlenwasserstoffen mit Sauerstoff ist in US 005824834A beschrieben. Dabei handelt es sich um ein Rußmengen-optimiertes, geschlossenes Wasserquenchverfahren, das mit einem mageren Feedstrom betrieben wird, und zwar mit einem Feedstrom mit einer Sauerstoffzahl X < 0,31. Das Verfahren hat jedoch den Nachteil einer reduzierten Ausbeute an Wertprodukt Acetylen. Der Acetylengehalt im Spaltgas liegt hier üblicherweise in einem Bereich von 5 vol.-%. bis 7 vol.%
Bei dieser Verfahrensvariante wird das wässrige Quenchmedium ebenfalls mittels Düsen dem Spaltgas zugeführt und dieses schnell auf etwa 80 -90 °C abgekühlt. Der im Feuerraum aus der Gasphase gebildete Ruß wird zum Teil durch den Quench, eine anschließende mit rezirkulierendem Wasser betriebene Kühlkolonne und einem daran anschließenden Elektrofilter und/oder Spaltgasverdichter abgeschieden. Der werthaltige Produktgasstrom wird getrennt über die Kühlkolonne abgeführt. Der Prozess wird hierbei durch Wahl der Sauerstoffzahl X so betrieben (X > 0,31), dass die anfallende Rußmenge im Spaltgas so gering ist, dass alleine durch die Ausschleusung des anfallenden Reaktionswassers aus der Verbrennung der stationäre Betrieb gewährleistet werden kann. Dadurch reduziert sich jedoch der Acetylengehalt im trockenen Spaltgas um 2 Prozentpunkte gegenüber dem vorstehend beschriebenen Verfahren auf etwa 6 Vol.- %. Damit wird eine geschlossene, also gegenüber der Umwelt abgetrennte Wasserquench- Fahrweise ermöglicht. Der Vorteil gegenüber der zuvor beschriebenen Verfahrensvariante ist somit die Möglichkeit des geschlossenen Betriebes ohne weitere Trennapparaturen.
Hier eine typische Erdgaszusammensetzung aufgeführt, welche als Einsatzstoff Verwendung findet:
Figure imgf000003_0001
Ausgehend von einem derartig zusammengesetzten Erdgas ergibt sich bei einer Sauerstoffzahl A von 0,314 folgende Zusammensetzung des Spaltgases durch partielle Oxidation des Erdgases mit reinem Sauerstoff (99.7 Vol.% O2, 0,3 Vol.% N2)
Figure imgf000004_0001
Das Gemisch wird im weiteren als Spaltgas bezeichnet.
Der Restsauerstoffgehalt von 0,157% und der Restmethangehalt von 2,505 Vol.% resultieren aus dem nicht vollständigen Umsatz bei der partiellen Oxidation.
Bei diesen Bedingungen, die auf eine optimale Acetylenausbeute beim Betrieb als geschlossener Wasserquench abgestimmt sind, werden auch weitere ungesättigte Komponenten gebildet. Neben Ethylen sind dies insbesondere Methylacetylen, Diacetylen, Propadien, 1 ,3-Butadien und Vinylacetylen. Diese Komponenten werden im weiteren höhere Acetylene bzw. als Gasstrom HA-Gas bezeichnet.
Das Spaltgas wird nach Abkühlung in der Kühlkolonne in 2-stufigen Schraubenverdichtern (a) mit Zwischenkühlung auf 10 bar(abs.) verdichtet.
Schraubenverdichter eignen sich hier, wegen ihrer robusten Funktionsweise und höherer Toleranz gegenüber Ablagerungen, besser als Turboverdichter.
Im Konzentrierungsabschnitt der Anlage erfolgt die Auftrennung des Spaltgasstroms in drei Ströme mittel N-Methylpyrrolidon (NMP) als Lösungsmittel :
1. Höhere Acetylene (HA-Gas), die am besten in NMP löslichen Anteile des Spaltgases.
2. Acetylen als Produkt, das weniger löslich in NMP ist als die HA-Gas Komponenten, aber besser löslich als die übrigen Komponenten. 3. Roh Synthesegas, das aus den in NMP nur weit schlechter löslichen Komponenten wie H2, CO, CO2, Rest-CH4, C2H6 und Rest-O2 besteht.
Die hierfür erforderlichen Verfahrensschritte werden im Folgenden exemplarisch anhand der Figur 1 näher beschrieben.
In der Vorwäsche (b) werden aus dem verdichtete Spaltgas mit einer kleinen Menge N-Methyl- pyrrolidon (NMP), annähernd alle höheren Acetylene bis auf Vinylacetylen ausgewaschen. Im darauffolgenden Hauptwascher (d) erfolgt die Herauslösung des gesamt enthaltenen Acetylens, der Rest höheren Acetylene und eines Teils des CO2 mit einer großen Menge NMP. Roh-Syn- thesegas verlässt den Hauptwascher (d) über Kopf. Das so beladene NMP wird in mehreren Stufen entgast, wobei der Druck abgesenkt und die Temperatur erhöht wird. Stufenweise wird der Druck auf 1 ,05 bar(abs.) bis 1 ,4 bar(abs.), bevorzugt auf 1 ,2 bar(abs.) bis 1 ,25 bar(abs.) und anschließend auf 0,1 bar(abs) bis 0,3 bar(abs) bevorzugt 0,19 bar(abs) bis 1 ,2 bar(abs) abgesenkt. Die Temperatur wird dabei stufenweise von 30°C bis 50°C, bevorzugt 36°C bis 40°C über 90°C bis 100°C, bevorzugt 95°C bis 97°C auf 110°C bis 130°C, bevorzugt 112°C bis 116°C erhöht. Der CO2-Stripper (e) wird annähernd bei Umgebungsdruck und Temperatur betrieben. Im Gegenstrom zu dem Gasstrom aus den folgenden Entgasungsschritten wird das beladene NMP dem CO2-Stripper (e) aufgegeben. Dabei entspannt sich das beladene NMP und der größte Teil des gelösten CO2, als weniger lösliche Komponente, wird am Kopf des CO2- Strippers (e) frei und anschließend ausgestrippt. Das freiwerdende CO2 wird auf die Saugseite der Spaltgasverdichter (a) zurückgefahren und somit in das Roh-Synthesegas gezwungen. Acetylen verlässt den CO2-Stripper (e) über eine gasförmigen Seitenabzug. Der Sumpfabzug, der noch einen Teil der gelösten Gase enthält, wird in 2 folgenden Stufe bei 110°C - 120°C erst bei Normaldruck, dann unter Vakuumbedingungen vollständig entgast. Die höheren Acetylene, wie Vinylacetylen, Methylacetylen und überschüssiges Prozesswasser wird als Seitenabzug aus der Vakuumkolonne (f) abgezogen. Die Kontrolle des Wassergehalts erfolgt über die Aufkochrate im Sumpf der Vakuumkolonne (f). Aus dem Sumpf der Vakuumkolonne (f) wird das vollständig entgaste NMP nach Abkühlung zur Vorwäsche (b) und Hauptwascher (d) zurückgefahren.
Der Sumpfablauf der Vorwäsche (b) enthält außer den höheren Acetylenen auch noch gelöstes Acetylen, das im Acetylenstripper (c) mit Roh-Synthesegas abgestrippt wird. Das Kopfprodukt des Acetylenstrippers (c), größtenteils Acetylen, wird auf die Saugseite der Spaltgasverdichter (a) zurückgefahren. Der Sumpfablauf enthält die höheren Acetylene, besonders Diacetylen, gelöst in NMP. Dieser Strom wird zusammen mit dem gasförmigen Seitenabzug der Vakuumkolonne (f), im Vakuumstripper (g) entgast. Das Kopfprodukt des Vakuumstrippers (g) enthält neben den höheren Acetylenen und Wasser auch noch gewisse Mengen an NMP. Das NMP wird in der Seitenkolonne (h) mit einer kleinen Menge an Wasser aus dem Gasstrom herausgewaschen und in den Lösemittelkreislauf zurückgefahren. Die Kondensation in der Kondensationskolonne (i) erfolgt in direktem Kontakt mit gekühltem Prozesswasser aus dem Prozesswasserkühlkreislauf. Damit kondensiert ein Großteil des enthaltenen Wasserdampfs. Die höheren Acetylene verlassen die Kondensationskolonne (i) über Kopf und werden mit Verdünnungsgas verdünnt um den kritischen Deflagrationsgrenzdruck zu unterschreiten
Der kritische Deflagrationsgrenzdruck des Gasgemisches errechnet sich wie folgt:
Pkrit. — 1 / S ( Xj / Pkrit.i )
Pkrit.i ist dabei der kritische Deflagrationsgrenzdruck der Einzelkomponente und Xj der dazugehörige Molenbruch. Als Verdünnungsgas wird vorzugweise Erdgas verwendet, das im Vergleich zu Stickstoff oder auch dem roh-Synthesegas eine höhere spezifische Wärmekapazität aufweist.
Trotz Verdünnung weist das Gemisch aus den höheren Acetylenen immer noch eine ausgeprägte Tendenz zur Polymerisation auf. Diese Polymere könne sich selbst entzünden und sind reibe- und stoßempfindlich.
Die Verdichtung aus dem Vakuum auf leichten Überdruck (ca. 1 ,2 bar(abs.)) erfolgt im HA-Gas- verdichter (k), vorzugsweise vom Typ Schraubenverdichter. Dieser Verdichter Typ gestattet es auch, Prozesswasser in den Zulauf einzuspritzen, um Anhaftungen von Polymeren zu verhindern und auch die adiabate Temperaturerhöhung, die durch die Verdichtung entsteht, zu verringern. Außerdem ist das Dichtungssystem mit Stickstoff beaufschlagt und gespült, um die Dichtflächen von Verunreinigungen und Polymerisaten aus dem HA-Gas Komponenten freizuhalten. Alle drei Maßnahmen führen zu Laufzeiten der HA-Gasverdichter (k) über mehrere Jahre. Ein Gemisch von Wassertröpfchen, Wasserdampf, Verdünnungsgas und HA-Gas verlässt den HA- Gas Verdichter auf der Druckseite. Um den kritischen Deflagrationsgrenzdruck deutlich zu unterschreiten, wird auch auf der Druckseite des HA-Gas Verdichters nach Kondensat Abscheidung bzw. Kühlung, nochmals Verdünnungsgas zugegeben.
Eine typische Anwendung für den verdichteten HA-Gasstrom ist die thermische Nutzung in den Vorheizern der Erdgas- und/oder Sauerstoffvorheizern der Acetylenerzeugung oder die direkte Unterfeuerung in einem Dampfkessel. Für der derartige Ströme mit Polymerisationsneigung eignet sich ein Sprühkondensator wie im VDI Wärmeatlas, Misch- und Sprühkondensation, beschrieben. (Hochberg, U., Grave, H. (2019). J4 Misch- und Sprühkondensation. In: Stephan, P., Kabelac, S., Kind, M., Mewes, D., Schaber, K., Wetzel, T. (eds) VDI-Wärmeatlas. Springer Reference Technik(). Springer Vieweg, Berlin, Heidelberg, htps://doi.org/10.1007/978-3-662- ) Bisher wurde der Strom mit gekühltem Prozesswasser in einem entsprechenden Sprühkondensator (n) im Gegenstrom heruntergekühlt und dann der thermischen Nutzung zugeführt.
Das abzukühlende HA-Gas wird dem unteren Teil Sprühkondensator (n) zugeführt.
Im Gegenstrom wird von oben Kühl-Prozesswasser zur Abkühlung eingespritzt. Im oberen Teil befindet sich auch ein Demister, um die durch die Verdüsung auch entstehenden feinen Tröpfchen zu koaleszieren und abzuscheiden und Richtung Sumpf des Sprühkondensator (n) abtropfen zu lassen.
Aus dem Sumpf wird dann das warme Prozesswasser abgezogen.
Im Sprühkondensator (n) kommt es auf Grund von Polymerisation von HA-Gas Komponenten zu Ablagerungen, die eine regelmäßige Abstellung und anschließende Reinigung erzwingen. Üblicherweise ist eine solche Abstellung zum Zwecke der Reinigung in Abständen von 4 Wochen bis 8 Wochen erforderlich. Dies bewirkt sowohl einen hohen Arbeitsaufwand wegen der Gefährlichkeit der Polymere und hohe Reinigungskosten. Die Polymerisation wird durch den hohen Gehalt an polymerisierbaren Komponenten, insbesondere das Diacetylen, im Prozesswasser, nach Kontakt mit dem HA-Gas, hervorgerufen. Dies kommt durch die Temperaturabhängigkeit der Löslichkeit der polymerisierbaren Komponenten im Prozesswasser zustande. Bei niedrigen Temperaturen, die im Fall der Abkühlung in einem Sprühkondensator vorliegen, kommt es zu einer hohen Konzentration von gelösten polymerisierbaren Komponenten im Prozesswasser, die eine Polymerisation massiv begünstigt.
In Figur 1 werden die folgenden Bezeichnungen verwendet: a) Spaltgasverdichter b) Vorwäscher c) Acetylenstripper d) Hauptwäscher e) CO2 Stripper f) Vakuumkolonne g) Vakuumstripper h) Seitenkolonne i) Kondensationskolonne j) Vakuumverdichter k) K HA-Gas Verdichter n) Sprühkondensator
Die vorliegende Erfindung, beschäftigt sich mit der Optimierung dieses Anlagenteils, um die, durch ablagerungsbedingte Verstopfungen der Anlage, erzwungenen häufigen Abstellung zu verhindern, die Sicherheit des Prozesses zu steigern und somit ein wirtschaftlicheres Verfahren zur Verfügung zu stellen. Durch das Wegfällen des Einspritzwassers ist das Verfahren deutlich einfacher und ist kostengünstiger. So ist kein Einspritzwasser mehr erforderlich, so dass Einspritzung, Kühlung und Umpumpen entfällt. Außerdem wird der HA-Gasstrom wärmer der anschließenden thermischen Nutzung zugeführt, so dass sich dort auch die thermische Effizienz verbessert.
Die Aufgabe wird gelöst durch ein zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas durch partielle Oxidation von Kohlenwasserstoffen mit Sauerstoff, wobei ein erster Einsatzstrom, enthaltend einen oder mehrere Kohlenwasserstoffe, und ein zweiter, Sauerstoff enthaltender Einsatzstrom a.) getrennt voneinander vorgeheizt, in einem Verhältnis der Massenströme des zweiten Einsatzstromes zum ersten Einsatzstrom entsprechend einer Sauerstoffzahl A von kleiner oder gleich 0,35, bevorzugt kleiner oder gleich 0,33 gemischt werden, wobei man unter der Sauerstoffzahl A das Verhältnis aus der tatsächlich im zweiten Einsatzstrom vorhandenen Sauerstoffmenge zur stöchiometrisch notwendigen Sauerstoffmenge versteht, die für die vollständige Verbrennung des einen oder der mehreren, im ersten Einsatzstrom enthaltenen Kohlenwasserstoffe, erforderlich ist, b.) über einen Brennerblock einem Feuerraum zugeführt werden, worin die partielle Oxidation der Kohlenwasserstoffe stattfindet, c.) unter Erhalt eines Spaltgases, das stromabwärts des Feuerraumes nach Abkühlung in einer Kühlkolonne einem Verdichter zugeführt wird und dort komprimiert wird d.) anschließend einem Vorwäscher zuleitet in welchem durch Zugabe von Lösungsmittel das zugeführte Spaltgas von großen Teilen der im Spaltgas enthaltenen aromatischen Komponenten und höheren Acetylenen abgetrennt wird und diese am Sumpf des Vorwäschers abführt, e.) den im Vorwäscher abgereicherten Spaltgasstrom am Kopf des Vorwäschers entnimmt und einem Hauptwäscher zuleitet, in welchem der zugeführte Strom im Gegenstrom zu einem am Kopf zugeführten Lösungsmittel weiter aufgetrennt wird, wobei am Sumpf des Hauptwäschers im wesentlichen Acetylen, Reste noch enthaltener höherer Acetylene sowie CO2 und Lösungsmittel abgeführt werden und über Kopf des Hauptwäschers im wesentlichen Roh-Synthesegas abgeführt wird, f.) den dem Hauptwäscher am Sumpf entnommenen Strom einem CO2 Stripper zuführt, in welchem im Gegenstrom zu zusätzlich eingeleitetem Lösungsmittel das enthaltene CO2 ausgestrippt wird und über Kopf des CO2 Strippers abgeleitet wird, Acetylen aus dem CO2 Stripper über einen Seitenabzug abgeführt wird und der verbleibende noch höhere Acetylene enthaltene Reststrom den CO2 Stripper am Sumpf verlasst, g.) dieser dem Sumpf des CO2 Strippers entnommene Strom in einer nachgeschalteten Vakuumkolonne entgast wird, wobei die noch enthaltenen höheren Acetylene und Prozesswasser über einen Seitenabzug der Vakuumkolonne abgezogen werden, h.) wobei der dem Sumpf des Vorwäschers entnommene Strom sowie der am Seitenabzug der Vakuumkolonne entnommene Strom einem Vakuumstripper zugeführt werden wobei am Kopf des Vakuumstrippers ein Strom entnommen wird, der vorwiegend höhere Acetylene enthält, i.) das im Kopfstrom der Vakuumkolonne noch enthaltene Lösungsmittel in einer nachgeschalteten Seitenkolonne durch Zugabe von Wasser herausgewaschen wird,
- j.) dem am Kopf der Seitenkolonne entnommenen Strom in einer nachgeschalteten Kondensationskolonne durch Abkühlung von Wasser befreit wird und über Kopf abgezogen wird, k.) der dem Kopf der Seitenkolonne entnommene Strom mittels eines Verdichters komprimiert wird, dadurch gekennzeichnet, dass der komprimierte Strom einem gas/flüssig Abscheider zugeführt wird, wobei die im wesentlichen Wasser enthaltende flüssige Phase von der im wesentlichen höhere Acetylene enthaltenden gasförmigen Phase abgetrennt werden
Erfindungsgemäß wird der Sprühkondensator (n) durch einen gas/flüssig-Abscheider, den Prozesswasserabscheider (m) ersetzt, um die Flüssigphase aus dem Gasstrom zu entfernen. Das erfindungsgemäße Verfahren ist in Figur 2 dargestellt, die Bezeichnungen der dargestellten Apparate sind hier analog zu Figur 1 zugeordnet. Die Flüssigphase kommt durch die Wassereinspritzung in dem vorgeschalteten HA-Gas-Verdichter (k) zustande. Der Gasstrom wird dann ohne weitere Kühlung und Wärmeverluste der thermischen Nutzung zugeführt. Ein großer Vorteil ist, dass die abgeschiedene Flüssigphase bei deutlich höherer Temperatur, wie bei dem Einsatz eines kühlenden Sprühkondensator (n) vorliegt und somit die Löslichkeit der polymerisierbaren Komponenten signifikant niedriger ist im Vergleich zum kühlenden Sprühkondensator (n). Durch den sehr niedrigen Gehalt der polymerisierbaren Komponenten wird die unerwünschte Polymerisation stark zurückgedrängt, dass Laufzeiten des erfindungsgemäßen gas/flüssig Abscheiders von mehr als einem Jahr erreicht werden können. Weiterhin können durch die erfindungsgemäße Ausgestaltung des Verfahrens Ressourcen eingespart werden, da kein zusätzliches Wasser hinzugefügt werden muss und auch energetisch betrachtet wird die Effektivität gesteigert.
Eine Abkühlung erfolgt nach Stand der Technik, um Kondensation in den folgenden Rohrleitungen und Prozessschritten zu verhindern. Ziemlich aufwändig wäre als Gegenmaßnahme eine effiziente Begleitbeheizung im anschließenden Rohrleitungssystem und den folgenden Apparaten.
Wenn der nächste Prozessschritt, hier die thermische Nutzung durch Verbrennung, optimal örtlich nahe aufgebaut ist, spielt dieser Nachteil keine Rolle.
Nach Stand der Technik können verschieden Abscheidertypen eingesetzt werden wie z.B. Umlenkabscheider, Fliehkraftabscheider, Filtrationsabscheider, Drahtgestrickabscheider, Lamellenabscheider oder Schüttungen.
Die erfindungsgemäß eingesetzten gas/flüssig Abscheider sind allgemein bekannt, sie sind beispielsweise in VDI-Richtlinie 3679 Blatt 3, August 2019 genauer beschrieben. Bevorzugt eignen sich insbesondere Fliekraftabscheider wegen ihres einfachen, kostengünstigen und robusten Aufbaus.
Vorteilhafterweise bietet das erfindungsgemäße Verfahren die Möglichkeit, die Abtrennung der flüssigen Phase von der Gasphase im erfindungsgemäß eingesetzten gas/flüssig Abscheider bei deutlich höheren Temperaturen durchzuführen als gemäß dem Stand der Technik. Während bei Verwendung eines Sprühkondensators die Temperaturen bei der Abtrennung bei etwa 25°C bis. 65°C liegen, kann die Abtrennung beim erfindungsgemäßen Verfahren so durchgeführt werden, dass die Temperatur der den gas/flüssig Abscheider verlassenden flüssigen Phase von 70°C bis 100°C, bevorzugt 70°C bis 90°C, besonders bevorzugt 84°C bis 85°C beträgt. Hierdurch kann wie vorstehend erläutert, die unerwünschte Polymersiation nachhaltig verringert werden.
Für die unerwünschte Polymerisation in der flüssigen Phase ist insbesondere das im Prozesswasser (flüssige Phase) enthaltene Diacetylen verantwortlich. Bei dem Verfahren gemäß Stand der Technik liegt der Gehalt dieser Komponente in etwa bei 0,1 Gew.% bis 0,2 Gew.%, bei dem erfindungsgemäßen Verfahren kann dieser Gehalt vorteilhafterweise auf 0,02 Gew.% bis 0,03 Gew.%., bevorzugt 0,03 Gew.% bis 0,04 Gew.%, besonders bevorzugt 0,033 Gew.% bis 0,035 Gew.% verringert werden.
Figure imgf000011_0001
Figure imgf000012_0001
Vergleichsbeispiel
Das HA-Gas (I), 48 Nm3/tAcetyien nach der Kondensationskolonne I, liegt bei 40°C und 0,120 bar(abs.) vor.
Um bei der Verdichtung den kritischen Deflagrationsgrenzdruck des HA-Gases nicht zu überschreiten, wird vorgewärmtes Verdünnungsgas (II) bereits auf der Saugseite des HA-Gas-Ver- dichter (k) zugegeben. Hier ist es 51 Nm3/tAcetyien Erdgas bei 68°C. Im HA-Gas-Verdichter (k) wird das HA-Gas (I) auf 1 ,22 bar(abs.) verdichtet, um es einer Nutzung über Atmosphärendruck zuzuführen. Die Verdichtung im HA-Gas-Verdichter (k), vom Typ Schraubenverdichter, erfolgt unter Wassereinspritzung (III) von 78 kg/tAcetyien. Das Dichtungssystem wird mit Stickstoff beaufschlagt und gespült. Dabei gelangen 9 Nm3/tAcetyien Stickstoff in den zu verdichtenden HA-Gas Strom. Auf der Druckseite des HA-Gas-Verdichters (k) hat das ver- dichte HA-Gas (V) eine Temperatur von 84,7°C und einen Gasgehalt von 76,1 Gew.%. Der Rest von 23,9% ist das nicht verdampfte Einspritzwasser als feine Tröpfchen.
Figure imgf000012_0002
Figure imgf000013_0001
Anschließend gelangt der verdichtete HA-Gas-Strom (V) in den unteren Teil des Sprühkondensator (n) zur Abkühlung. Von oben wird im Sprühkondensator(n) 1551 kg/tAcetyien Kühl-Prozess- wasser (VIII) bei 40°C im Gegenstrom zum abzukühlenden HA-Gas eingespritzt. Dabei kühlt sich das HA-Gas (VI) auf 42°C ab. Dabei verringert sich auch der Dampfgehalt in der Gasphase von 47,3 Vol.%, [Vergleichsbeispiel (VI)] auf 7 Vol.% (VI). Aus dem Sumpf des Sprühkondensator (n) wird das Prozesswasser (VII) mit 62°C abgezogen. Aufgrund der niedrigen Temperatur lösen sich 0,178 Gew.% Diacetylen im Prozesswasser, das besonders hohe Polymerisationsneigung zeigt. Auf Grund der Polymerablagerungen und damit einhergehender Verstopfung kann der Apparat nur ca. 6 Wochen betrieben werden, dann ist eine Reinigung erforderlich.
Erfindungsgemäßes Beispiel
Das HA-Gas (I), 48 Nm3/tAcetyien nach der Kondensationskolonne I, liegt bei 40°C und 0,120 bar(abs.) vor.
Um bei der Verdichtung den kritischen Deflagrationsgrenzdruck des HA-Gases nicht zu überschreiten, wird vorgewärmtes Verdünnungsgas (II) bereits auf der Saugseite des HA-Gas-Ver- dichter (k) zugegeben. Hier ist es 51 Nm3/tAcetyien Erdgas bei 68°C.
Im HA-Gas-Verdichter (k) wird das HA-Gas (I) auf 1 ,22 bar(abs.) verdichtet, um es einer Nutzung über Atmosphärendruck zuzuführen. Die Verdichtung im HA-Gas-Verdichter (k), vom Typ Schraubenverdichter, erfolgt unter Wassereinspritzung (III) von 78 kg/tAcetyien. Das Dichtungssystem wird mit Stickstoff beaufschlagt und gespült. Dabei gelangen 9 Nm3/tAcetyien Stickstoff in den zu verdichtenden HA-Gas Strom. Auf der Druckseite des HA-Gas-Verdichters (k) hat das verdichte HA-Gas (V) eine Temperatur von 84,7°C und einen Gasgehalt von 76,1 Gew.%. Der Rest von 23,9% ist das nicht verdampfte Einspritzwasser als feine Tröpfchen.
Figure imgf000014_0001
Figure imgf000015_0001
Anstatt das HA-Gas abzukühlen, wird im Prozesswasserabscheider (m) ohne Abkühlen nur das nicht verdampfte Einspritzwasser abgeschieden. Sowohl flüssige Phase, wie auch die Gasphase, haben eine Temperatur von 84,7°C. Die Gasphase, das verdichtet HA-Gase wird der weiteren Nutzung zugeführt. Auf Grund der deutlich höheren Temperatur von 84,7°C im Vergleich zum Vergleichsbeispiel von 62°C löst sich deutlich weniger der polymerisieranfälligen HA-Gas Komponenten in der wässrigen Flüssigphase des Prozesswassers. Bei 84,7°C ergibt sich ein Diacetylen-Gehalt im Prozesswasser von nur 0,034 Gew.%. Beim Vergleichsbeispiel sind es 0,176 Gew.% also ein Faktor von 5,2. Bedingt durch die geringere Konzentration kommt es im Prozesswasserabscheider (m) zu keiner keine störenden Abscheidungen von Polymerisaten, die eine Reinigung erzwingen würden. So kann der Prozesswasserabscheider (m) deutlich länger als 1 Jahr betrieben werden, während bei dem Verfahren gemäß Stand der Technik der dort verwendete Sprühkondensator in etwa alle 6 Wochen Zum Zwecke der Reinigung abgestellt werden muss.

Claims

Patentansprüche . Verfahren zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas durch partielle Oxidation von Kohlenwasserstoffen mit Sauerstoff, wobei ein erster Einsatzstrom, enthaltend einen oder mehrere Kohlenwasserstoffe, und ein zweiter, Sauerstoff enthaltender Einsatzstrom a.) getrennt voneinander vorgeheizt, in einem Verhältnis der Massenströme des zweiten Einsatzstromes zum ersten Einsatzstrom entsprechend einer Sauerstoffzahl X von kleiner oder gleich 0,35, bevorzugt kleiner oder gleich 0,33 gemischt werden, wobei man unter der Sauerstoffzahl X das Verhältnis aus der tatsächlich im zweiten Einsatzstrom vorhandenen Sauerstoffmenge zur stöchiometrisch notwendigen Sauerstoffmenge versteht, die für die vollständige Verbrennung des einen oder der mehreren, im ersten Einsatzstrom enthaltenen Kohlenwasserstoffe, erforderlich ist, b.) über einen Brennerblock einem Feuerraum zugeführt werden, worin die partielle Oxidation der Kohlenwasserstoffe stattfindet, c.) unter Erhalt eines Spaltgases, das stromabwärts des Feuerraumes nach Abkühlung in einer Kühlkolonne einem Verdichter zugeführt wird und dort komprimiert wird d.) anschließend einem Vorwäscher zuleitet in welchem durch Zugabe von Lösungsmittel das zugeführte Spaltgas von großen Teilen der im Spaltgas enthaltenen aromatischen Komponenten und höheren Acetylenen abgetrennt wird und diese am Sumpf des Vorwäschers abführt, e.) den im Vorwäscher abgereicherten Spaltgasstrom am Kopf des Vorwäschers entnimmt und einem Hauptwäscher zuleitet, in welchem der zugeführte Strom im Gegenstrom zu einem am Kopf zugeführten Lösungsmittel weiter aufgetrennt wird, wobei am Sumpf des Hauptwäschers im wesentlichen Acetylen, Reste noch enthaltener höherer Acetylene sowie CO2 und Lösungsmittel abgeführt werden und über Kopf des Hauptwäschers im wesentlichen Roh-Synthesegas abgeführt wird, f.) den dem Hauptwäscher am Sumpf entnommenen Strom einem CO2 Stripper zuführt, in welchem im Gegenstrom zu zusätzlich eingeleitetem Lösungsmittel das enthaltene CO2 ausgestrippt wird und über Kopf des CO2 Strippers abgeleitet wird, Acetylen aus dem CO2 Stripper über einen Seitenabzug abgeführt wird und der verbleibende noch höhere Acetylene enthaltene Reststrom den CO2 Stripper am Sumpf verlasst, g.) dieser dem Sumpf des CO2 Strippers entnommene Strom in einer nachgeschalteten Vakuumkolonne entgast wird, wobei die noch enthaltenen höheren Acetylene und Prozesswasser über einen Seitenabzug der Vakuumkolonne abgezogen werden, h.) wobei der dem Sumpf des Vorwäschers entnommene Strom sowie der am Seitenabzug der Vakuumkolonne entnommene Strom einem Vakuumstripper zugeführt werden wobei am Kopf des Vakuumstrippers ein Strom entnommen wird, der vorwiegend höhere Acetylene enthält, i.) das im Kopfstrom der Vakuumkolonne noch enthaltene Lösungsmittel in einer nachgeschalteten Seitenkolonne durch Zugabe von Wasser herausgewaschen wird, - j.) dem am Kopf der Seitenkolonne entnommenen Strom in einer nachgeschalteten Kondensationskolonne durch Abkühlung von Wasser befreit wird und über Kopf abgezogen wird, k.) der dem Kopf der Seitenkolonne entnommene Strom mittels eines Verdichters komprimiert wird, dadurch gekennzeichnet, dass der komprimierte Strom einem gas/flüssig Abscheider zugeführt wird, wobei die im wesentlichen Wasser enthaltende flüssige Phase von der im wesentlichen höhere Acetylene enthaltenden gasförmigen Phase abgetrennt werden.
2. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die Auftrennung im gas/flüssig Abscheider bei einer Temperatur von 70°C bis 90°C erfolgt.
3. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 2, dadurch gekennzeichnet, dass die Auftrennung in dem gas/flüssig Abscheider ohne zusätzliche Zufuhr eines Kühlmediums erfolgt.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass der dem Kopf der Kopf der Seitenkolonne entnommene Strom nach seiner Verdichtung unmittelbar dem gas/flüssig Abscheider zugeführt wird.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass die im gas/flüssig Abscheider abgetrennte flüssige Phase einen Gehalt an Diacetylen von weniger als 0,1 Gew% aufweist.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass man als gas/flüssig Abscheider Umlenkabscheider, Fliekraftabscheider Lamellenabscheider oder Abscheider mit Schüttungen einsetzt.
PCT/EP2023/069888 2022-07-28 2023-07-18 Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas WO2024022888A1 (de)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
EP22187538.8A EP4311806A1 (de) 2022-07-28 2022-07-28 Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas
EP22187538.8 2022-07-28

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2024022888A1 true WO2024022888A1 (de) 2024-02-01

Family

ID=82781200

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/EP2023/069888 WO2024022888A1 (de) 2022-07-28 2023-07-18 Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas

Country Status (2)

Country Link
EP (1) EP4311806A1 (de)
WO (1) WO2024022888A1 (de)

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5824834A (en) 1995-10-19 1998-10-20 Basf Aktiengesellschaft Process for the production of acetylene and synthesis gas

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5824834A (en) 1995-10-19 1998-10-20 Basf Aktiengesellschaft Process for the production of acetylene and synthesis gas

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
"Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry", vol. A1, pages: 97 - 144

Also Published As

Publication number Publication date
EP4311806A1 (de) 2024-01-31

Similar Documents

Publication Publication Date Title
DE69308738T2 (de) Verfahren und Vorrichtung zur katalytischen Dehydrierung einer C2+ paraffinischen Charge, einschliesslich eines Mittels zur Hemmung von Wasser im Ausfluss
EP1718585B1 (de) Verfahren zur gewinnung von roh-1,3-butadien
DD207156A1 (de) Verfahren und anlage zum abtrennen von schwefelwasserstoff und kohlendioxid aus einem gasgemisch
DE2850540C2 (de) Verfahren zur Aufbereitung von Altöl
EP3558912A1 (de) Verfahren und anlage zur herstellung eines olefins
EP2892864B1 (de) Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas
DE1768652B2 (de) Verfahren zum Gewinnen von Äthylen und Acetylen aus Crackgasen
DD207373A1 (de) Verfahren zur gewinnung niedermolekularer olefine
WO2024022888A1 (de) Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas
EP0003324B1 (de) Verfahren zur Herstellung von Copolymerisaten des Äthylens
EP0158280B2 (de) Verfahren zur Entfernung von Acetylen aus einem C2-Strom
EP2945904B1 (de) Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas
EP2861527B1 (de) Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas
EP0079497A1 (de) Verfahren zur Herstellung von Isobuttersäure oder ihren Alkylestern
EP3781541B1 (de) Verfahren zur herstellung von acetylen und synthesegas
DE1100965B (de) Verfahren zur Rueckgewinnung eines verdampfbaren aliphatischen Diens aus Polymerisatdispersionen
EP3573943B1 (de) Verfahren zur gewinnung von rein-1,3-butadien
DE2911393B1 (de) Verfahren zur Gewinnung eines konjugierten Diolefins aus einem C4- oder C5-Kohlenwasserstoffgemisch
DE3102780C2 (de)
WO2018166961A1 (de) Vereinfachtes verfahren zur gewinnung von rein-1,3-butadien
EP2802637B1 (de) Verfahren zur bereitstellung eines dampfförmigen gereinigten roh-c4-schnittes als einsatzstrom für eine extraktivdestillation mit einem selektiven lösungsmittel
DE1297594B (de) Verfahren zur Herstellung von Vinylchlorid
WO2024126256A1 (de) Energieeffizientes verfahren zur abtrennung von butenen aus c4-kohlenwasserstoffströmen
WO2022161871A1 (de) Verfahren zur abtrennung von butenen aus c4-kohlenwasserstoffströmen mit angeschlossener oligomerisierung
AT207981B (de) Verfahren zur katalytischen, hydrierenden Entfernung von Verunreinigungen aus einer Erdölfraktion und zur folgenden katalytischen Reformierung derselben

Legal Events

Date Code Title Description
121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application

Ref document number: 23742099

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1